年产24万吨硫酸转化系统工艺设计.doc

目录目录 摘要 摘要 1 ABSTRACT ABSTRACT 1 1 第一章第一章 文献综述文献综述 2 2 第二章第二章 工艺说明书工艺说明书 4 4 2 1 概述 4 2 1 1 产品规模和规格 4 2 1 2 工艺方案叙述 4 2 2 装置设计说明 4 2 1 1 工艺原理 4 2 2 2 工艺流程说明 5 2 2 3 主要设备选型说明 5 2 2 4 化工原材料规格及用量 5 第三章第三章 转化工序物料衡算与热量衡算转化工序物料衡算与热量衡算 6 3 1 转化工序流程示意图及简要说明 6 3 2 确定各段进口温度及转化率 6 3 2 1 温度与平衡转化率的关系 6 3 2 2 最适宜温度与转化率的关系 7 3 2 3 确定操作线 7 3 2 4 各段进口温度及转化率 8 3 3 转化工序物料衡算 9 3 3 1 进转化器一段气体量及成分 10 3 3 2 出一段气体量及成分 10 3 3 3 出二段气体量及成分 10 3 3 4 出三段气体量及成分 10 3 3 5 出四段气体量及成分 10 3 4 转化器各段的热量衡算 12 3 4 1 转化一段反应热量和出口温度 12 3 4 2 转化二段反应热量和出口温度 14 3 4 3 转化三段反应热量和出口温度 16 3 4 4 转化四段反应热量和出口温度 17 第四章第四章 安全备忘录安全备忘录 21 4 1 概述 21 4 2 二氧化硫和硫酸的危害 21 4 3 二氧化硫和硫酸运输 使用等应注意的事项以及如何防护 22 第五章第五章 环境保护与治理建议环境保护与治理建议 23 5 1 三废主要来源 23 5 1 1 废气 23 5 1 2 废水 23 5 1 3 矿渣 23 5 2 三废处理方案 23 5 2 1 废气 23 5 2 2 废水 23 5 2 3 废渣 24 设计小结设计小结 25 参考文献参考文献 26 致致 谢谢 27 摘要 本设计是进行 24 万吨 H2SO4 年转化系统工艺设计 画出工艺流程图 再画出 X T 平 衡曲线和最适温度曲线 根据进口原料气的组成 平衡曲线和最适温度曲线以及催化剂 的起燃温度 使用温度大致估计四段转化过程的操作线 根据操作线来进行物料衡算和 热量衡算 如果设定值和实际计算值相差太大 需要用试差的方法重新设定操作曲线来 计算 直到设计值和计算值差不多 完成工艺说明书 安全备忘录 即完成课程设计说 明书 关键词关键词 催化剂 物料衡算 热量衡算 Abstract The 24 000 tons of H2SO4 per year conversion system is designed in this paper The transformation process flow diagram is drawn firstly and then draw the equilibrium temperature curve and optimum temperature curve According to the composition of materials gas and the properties of catalyst we can set the import and export temperature and the calculation of mass balance and heat balance will be done after drawing the operating line of four periods The value of the actual exit temperature and set temperature should be closer to each other otherwise we need return to set the temperature and calculate again At last complete the process manual and memorandum and give some recommendations to environment protection Key word catalyst mass balance heat balance 第一章 文献综述 硫酸是一种重要的基本化工原料 广泛应用于各个工业部门 硫酸的产量常被用作 衡量一个国家工业发展水平的标志 硫酸主要用于生产化学肥料 合成纤维 涂料 洗 涤剂 致冷剂 饲料添加剂和石油的精炼 有色金属的冶炼 以及钢铁 医药和化学工 业 我国的硫酸工业起始于 19 世纪 70 年代 在旧中国产量很少 新中国建立后 硫酸 工业获得了高速发展 传统的工艺流程是硫铁矿制酸法 这种工艺落后 不但厂区内粉 尘飞扬 矿渣如山 而且排放出大量废水 废气 严重污染周围环境 每年仅向农户支 付的赔偿金和上缴的排污费占据了不少生产成本 为了减少污染 降低生产成本改用硫 磺制硫酸 发达国家早就开始普遍推广了 由于近期进口硫磺比国内便宜 利润空间很 大 大多数国内硫酸生产厂家转向用硫磺法生产硫酸 1 早在 8 世纪就有硝石与绿矾在一起蒸馏得到硫酸的方法 Paracelsus 记述了用绿矾 FeSO4 7H2O 为原料 放在蒸馏釜中锻烧而制得硫酸的方法 在锻烧过程中 绿矾发 生分解 放出二氧化硫和三氧化硫 其中三氧化硫与水蒸气同时冷凝 便可得到硫酸 在 18 世纪 40 年代以前 这种方法为不少地方所采用 古代称硫酸为 绿矾油 就是由 于采用了这种制造方法的缘故 二氧化硫氧化成三氧化硫是制硫酸的关键 但是 这一反应在通常情况下很难进行 后来人们发现 借助于催化剂的作用 可以使二氧化硫氧化成三氧化硫 然后用水吸收 即制成硫酸 根据使用催化剂的不同 硫酸的工业制法可分为硝化法和接触法 硝化法 包括铅室法和塔式法 是借助于氮的氧化物使二氧化硫氧化制成硫酸 其 中铅室法在 1746 年开始采用 反应是在气相中进行的 在铅室法的基础上发展起来的塔 式法 开始于本世纪初期 塔式法制出的硫酸浓度可达 76 左右 目前 我国仍有少数 工厂用塔式法生产硫酸 以硫铁矿为原料的接触法硫酸生产过程是目前广泛采用的方法 它创始于 1831 年 在本世纪初才广泛用于工业生产 到 20 年代后 由于钒触媒的制造技术和催化效能不断 提高 已逐步取代价格昂贵和易中毒的铂触媒 世界上多数的硫酸厂都采用接触法生产 新中国成立后 即大力发展先进的接触法硫酸生产 逐步代替铅室法和塔式法 接触法 中二氧化硫在固体触媒表面跟氧反应 结合成三氧化硫 然后用 98 3 的硫酸吸收为成 品酸 这种方法优于塔式法的是成品酸浓度高 质量纯 不含氮化物 但炉气的净化和 精制比较复杂 在外部换热式转化流程中 反应过程与换热过程是分开的 气体在床层 中进行绝热反应 温度升高到一定程度后 离开催化床进行降温 然后再进入下一段床 层进行绝热反应 酶进行这样一次绝热反应称为一段 为了达到较高的最终转化率 必 须采取多段催化转化 一次转化 一次吸收流程 所谓一次转化 一次吸收是指 SO2经过多段转化后只经过 一个或串联两个吸收塔 吸收其中 SO3后就排放 这种流程比较简单 但转化率相对较低 一般不超过 97 在 60 年代以前 我国硫酸厂大多数采用这种流程 两次转化 两次吸收流程 60 年代以来 转化工艺流程最大的变化就是采用了两次 转化 两次吸收新流程 简称为两转两吸 这项新技术开始时 着眼于充分利用硫的资 源和减少 SO2排放量 保护环境 这种方法的特点是 1 最终转化率高 2 能够处理较高 浓度的 SO2气体 3 减少尾气中 SO2排放量 4 所需换热面积较大 5 系统阻力比一转一 吸增加 4 5kPa 第二章 工艺说明书 2 1 概述 2 1 1 产品规模和规格 2 1 1 1 年操作日 300 天 年 2 1 1 2 生产方式 连续生产 2 1 1 3 生产能力 二氧化硫 转化率 98 2 1 1 4 产品规格 二氧化硫 转化率 98 2 1 2 工艺方案叙述 国内生产硫酸的方法主要是用硝化法和接触法 考虑到硝化法所需设备庞大 用铅 很多 检修麻烦 腐蚀设备 反应缓慢 本设计采用的是接触法 该方法制得的成品酸 浓度高 纯度较高 理论上催化氧化操作过程的段数越多 最终转化率越高 而且过程 更接近于最佳温度曲线 催化剂的利用率越高 本设计的生产过程采用一转一吸的工艺 流程 即将二氧化硫经过多段转化后只经过一个或串联两个吸收塔 吸收其中 SO3后就排 放 转化流程为 4 段间接换热式 2 2 装置设计说明 2 1 1 工艺原理 二氧化硫转化通常是在不高于 0 5MPa 压力下进行 而且 SO2 SO3 浓度又较低 体 系可视为理想气体 二氧化硫氧化反应是一个可逆放热反应 223 1 2 p cat SOOSOQ 3 32 1 2 SO p SOO p K pp 225 238970 720 186 101 18 10 4 1868 p QTTTJ mol 2 2 2 工艺流程说明 现运用接触法一转一吸酸洗封闭流程生产硫酸 其生产工艺大致有六大工序 即 原料预处理 SO2炉气制取 SO2气体净化 二氧化硫转化 三氧化硫吸收 三废 处理 这里主要介绍一下转化系统 转化系统为一转一吸四段反应装置 因为二氧化硫转化的 过程是一个放热过程 它的转化率随着温度的升高而降低 因此采用多段反应器 通过 一段反应器后物料的温度升高 经冷却后通入下一段反应器继续反应 使整个反应的操 作曲线在最适温度曲线附近 既保证了反应的速度 又可以达到较高的转化率 此流程 使用原料气作为冷却剂 可以省去外加的冷却剂 又可以利用反应产生的热量来预热原 料气 节约能源 一举两得 转化系统包括一个四段反应器和四个换热器 前面制取的 气体经过一系列净化的过程 依次通过第一 第二 第三 第四换热器预热后进入反应 器 第一 第二 第三 第四段反应床层出来的气体分别经过第二 第三 第四 第一 换热器进行冷却 再通入吸收塔 2 2 3 主要设备选型说明 2 2 3 1 考虑到转化器设计应让二氧化硫尽可能在最优化温度条件下反应 最大限度的利 用二氧化硫反应放出的热量 设备阻力既要小 又能使气体分布均匀 故考虑使用外部 换热型转化器 2 2 3 2 换热器考虑到气体有一定腐蚀性 故选用列管式换热器 2 2 3 3 风机选用罗茨风机 2 2 4 化工原材料规格及用量 2 2 4 1 进入转化器气体组成 SO2占 8 O2占 10 N2占 82 2 2 4 2 本设计采用的催化剂型号是 S109 1 起燃温度为 360 使用温度为 400 580 入口 SO2 7 5 9 4 2 第三章 转化工序物料衡算与热量衡算 3 1 转化工序流程示意图及简要说明 原料气第一换热器转化炉一段 第二换热器转化炉二段第三换热器 转化炉三段第四换热器转化炉四段 图 1 转化工序流程示意图 上图是硫酸转化工艺的流程 原料气由干燥器进入换热器 再进入转化炉一段 再 进入到第二换热器 以此类推 直到从转化炉四段出来降温至吸收塔 3 2 确定各段进口温度及转化率 3 2 1 温度与平衡转化率的关系 在 400 700 时 公式 见 化工工艺工程设计 邹兰 阎 5140 6 lg4 8817 P K T 传智编 公式 3 1 式中 平衡常数 温度 KKpT 平衡转化率 公式 见 化工工艺工程设计 邹兰 阎 T X 1000 5 0 5 T T Kp aX Kp P baX 传智编 公式 3 2 式中 8 进转化器的炉气中的 SO2的浓度 a 10 进转化器的炉气中的 O2的浓度 b 0 11MPa 系统总压力 P a KP 取反应温度 T 由公式 3 1 计算Kp 由公式 3 2 计算 T X 依此计算得平衡转化率与温度的关系列表 表 1 平衡转化率与温度的关系 T400420440460480500520540560580 XT 99 3298 8898 2197 2295 8193 8891 3188 0384 0079 24 3 2 2 最适宜温度与转化率的关系 公式 见 化工工艺工程设计 邹兰 阎 4905 lg4 937 0 5 1 1000 5 T x bax x ax 适 传智编 公式 3 3 取不同值 计算 x 计算得最适宜温度与转化率的关系列表 表 2 最适宜温度与转化率的关系 XT 99 3298 8898 2197 2295 8193 8891 3188 0384 0079 24 T适 363 54382 28401 01419 73438 44457 12475 79494 44513 07531 67 3 2 3 确定操作线 进气组成 SO2占 8 O2占 10 N2占 82 所选取钒催化剂的起燃温度为 360 确定转化器一段进口温度 360 气体经每层触媒后温度升高 计算式是 公式 见 化工工艺工程设计 邹兰 阎传智编 公式 00 ttxx 3 4 表 3 二氧化硫的浓度与 值的关系 SO2浓度 SO2浓度 SO2浓度 259617310278 388720011303 4117822612328 5145925213506 由上表查得 浓度为 8 的 SO2对应的 值为 226 操作线温度的确定 已知催化剂的起燃温度为 360 使用的温度为 400 580 考 虑到应使操作线尽量与最适温度曲线靠近 且出口温度在催化剂的使用温度范围内 取 原料气的进口温度为 360 四段操作线的斜率根据原理气里 SO2的浓度差表得 1 226 考虑到原料气的预热过程是依次经过第一 第二 第三 第四换热器 对应于第四 第 一 第二 第三段反应器的冷却 所以如果考虑每个换热器的换热面积相当 则出口气 体冷却降温的温差应为第一段大于第二段 第二段大于第三段 按照这个原则 分别取 第一段的降温的温差为 65 第二段的降温的温差为 50 第三段的降温的温差为 40 并且 每一段转化器的出口温度和转化率对应的点都在平衡曲线和最佳温度曲线之间 由此估 算得到四段反应器的操作曲线 3 2 4 各段进口温度及转化率 表 4 一次转化分段转化率和温度 段数 一二三四 转化率 81 8690 7195 1397 79 进口温度 360480450420 由图 2 以及表 4 的数据可得 转化器第一段操作线方程 3602260 8186tx 第二段操作线方程 4802260 90 71tx 第三段操作线方程 4502130 9513tx 第四段操作线方程 4202130 97 79tx 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 1 1 300350400450500550600650700750 T XT 图 2 四段反应过程的 X T 关系图 3 3 转化工序物料衡算 本设计为 24 万吨 年硫酸转化系统工艺设计 以每小时计算 由 7 2 24 1011 347 8 300 24980 9779 SOkmol 可得实际进气总量为 1 347 84347 8 0 08 kmol 为方便计算 本设计假设进气总量为 1000kmol 故在最后的计算结果上需乘于系数 4347 8 4 348 1000 3 3 1 进转化器一段气体量及成分 以 1000kmol 的进气总量为标准进行计算 已知 SO2占 8 O2占 10 N2占 82 21000 0 1100Okmol 2 100 323200Omkg 2 3 100 22 42240OVm 21000 0 0880SOkmol 2 80 645120SOmkg 2 3 80 22 41792SOVm 21000 0 82820Nkmol 2 820 2822960Nmkg 2 3 820 22 418368NVm 3 3 2 出一段气体量及成分 280 1 0 8186 14 512SOkmol 380 0 818665 488SOkmol 2 1 10065 48867 256 2 Okmol 2820Nkmol 3 3 3 出二段气体量及成分 280 1 0 9071 7 432SOkmol 380 0 907172 568SOkmol 2 1 10073 57563 2125 2 Okmol 2820Nkmol 3 3 4 出三段气体量及成分 280 1 0 9513 3 896SOkmol 380 0 951376 104SOkmol 2 1 10076 10461 948 2 Okmol 2820Nkmol 3 3 5 出四段气体量及成分 280 1 0 9779 1 768SOkmol 380 0 977978 232SOkmol 2 1 10078 23260 884 2 Okmol 2820Nkmol 由以上计算汇总转化器物料衡算结果于表 5 表 5 转化器物料衡算结果 进一段 Kmol Kg 3 m标 V SO2347 822261 87791 68 O2434 813913 69739 510 N23565 499830 179864 182 4348136005 497395 2100 出一段 进二段 SO263 0984038 31413 41 50 SO3284 74222779 46378 26 77 O2292 4299357 76550 46 95 N23565 499830 179864 184 78 4205 6136005 494206 1100 出二段 进三段 SO231 9282043 4715 20 76 SO3315 525242 17067 87 53 O2274 88795 16156 66 56 N23565 499830 179864 185 14 4187 7135910 793803 6100 出三段 进四段 SO216 9401084 1379 50 41 SO3330 926472 07412 27 91 O2269 38619 26033 46 44 N282099830 179864 185 24 4182 55136005 493689 1100 出四段 SO27 687492 0172 20 18 SO3340 227212 27619 48 14 O2264 78471 25929 86 34 N23565 499830 179864 185 34 4177 9136005 493585 51 3 4 转化器各段的热量衡算 气体的摩尔热熔量可按下式求出 2 1 26283 2 21 25 745 8 1038 1 100 861 10 T T PSO TTTdT C TT 2 1 26283 3 21 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 T T PSO TTTdT C TT 2 1 262 2 21 25 74 1 30 103 86 10 T T PO TTdT C TT 2 1 2 262 21 27 180 591 100 338 10 T T PN TTdT C TT 3 4 1 转化一段反应热量和出口温度 1 进转化器第一段气体带入热量 以每小时气量计算 已知进一段触媒层气体温度为 360 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 360 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 44 71 360 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 360 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 30 80 360 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 360 262 270 27 180 591 100 338 10 29 78 360 PN TTdT CkJmol K 故进一段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 80 44 71 3576 865kJ O2所需热量 100 30 80 3079 521kJ N2所需热量 820 29 78 24423 06kJ 所需总热量 31097 44kJ 带入热量 31097 44 360 11188600kJ 2 已知出转化器第一段气体温度 545 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 545 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 46 84 545 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 545 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 66 44 545 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 545 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 59 545 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 545 262 270 27 180 591 100 338 10 30 29 545 PN TTdT CkJmol K 故出一段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 14 512 46 84 679 81kJ SO3所需热量 65 488 66 44 4351 3kJ O2所需热量 69 256 31 59 2124 44kJ N2所需热量 820 30 29 24841 87kJ 所需总热量 31997 42kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273452 5 99711 13QkJ 总反应热 65 488 99711 136529882 15QkJ 一段出口温度 0 6529882 15 11188600 553 7 31997 42 tC 4 一段出口气体带出热量 1 6529882 15 1118860017718482 15QkJ 3 4 2 转化二段反应热量和出口温度 1 进转化器第二段气体带入热量 以每小时气量计算 已知进二段触媒层气体温度为 480 所以可得气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 480 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 46 15 480 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 480 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 94 480 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 480 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 32 480 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 480 262 270 27 180 591 100 338 10 30 12 480 PN TTdT CkJmol K 故进二段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 14 512 46 15 669 77kJ SO3所需热量 65 488 64 94 4252 85kJ O2所需热量 67 256 31 32 2106 394kJ N2所需热量 820 30 12 24695 44kJ 所需总热量 31724 45kJ 带入热量 31724 45 480 15227737kJ 2 已知出转化器第二段气体温度 500 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 500 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 46 37 500 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 500 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 65 42 500 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 500 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 40 500 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 500 262 270 27 180 591 100 338 10 30 17 500 PN TTdT CkJmol K 故出二段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 7 432 46 37 344 64kJ SO3所需热量 72 568 65 42 4747 28kJ O2所需热量 63 2125 31 40 1985 05kJ N2所需热量 820 30 17 24740 58kJ 所需总热量 31817 54kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273490 99628 25QkJ 总反应热 72 56865 488 99628 25705368 01QkJ 二段出口温度 0 705368 01 15227737 500 8 31817 54 tC 4 二段出口气体带出热量 2 705368 01 1522773715933105 01QkJ 3 4 3 转化三段反应热量和出口温度 1 进转化器第三段气体带入热量 以每小时气量计算 已知进三段触媒层气体温度为 450 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 450 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 81 450 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 450 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 20 450 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 450 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 19 450 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 450 262 270 27 180 591 100 338 10 30 03 450 PN TTdT CkJmol K 故进三段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 7 432 45 81 340 48kJ SO3所需热量 72 568 64 20 4658 77kJ O2所需热量 63 2125 31 19 1971 70kJ N2所需热量 820 30 03 24627 59kJ 所需总热量 31598 54kJ 带入热量 31598 54 450 14219342kJ 2 出转化器第三段气体温度 460 各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 460 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 93 460 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 460 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 45 460 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 460 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 23 460 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 460 262 270 27 180 591 100 338 10 30 06 460 PN TTdT CkJmol K 故出三段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 3 896 45 93 178 93kJ SO3所需热量 76 104 61 948 4904 88kJ O2所需热量 61 948 31 23 1934 90kJ N2所需热量 820 30 06 24650 23kJ 所需总热量 31668 94kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273455 99705 6QkJ 总反应热 76 10472 568 99705 6352559 0QkJ 三段出口温度 0 352559 0 14219342 460 1 31668 94 tC 4 三段出口气体带出热量 3 352559 0 1421934214571901QkJ 3 4 4 转化四段反应热量和出口温度 1 进转化器第四段气体带入热量 以每小时气量计算 已知进四段触媒层气体温度为 420 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 420 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 46 420 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 420 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 63 42 420 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 420 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 06 420 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 420 262 270 27 180 591 100 338 10 29 95 420 PN TTdT CkJmol K 故进四段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 3 896 45 46 177 11kJ SO3所需热量 76 104 63 42 4826 80kJ O2所需热量 61 948 31 06 1924 214kJ N2所需热量 820 29 95 24559 58kJ 所需总热量 31487 71kJ 带入热量 31487 71 420 13224837kJ 2 已知出转化器第四段气体温度 426 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 426 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 53 426 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 426 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 63 58 426 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 426 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 09 426 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 426 262 270 27 180 591 100 338 10 29 97 426 PN TTdT CkJmol K 故出四段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 1 768 45 53 80 50kJ SO3所需热量 78 232 63 58 4974 10kJ O2所需热量 60 884 31 09 1892 756kJ N2所需热量 820 29 97 24573 2kJ 所需总热量 31520 55kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273423 99776 32QkJ 总反应热 78 23276 104 99776 32212324 0QkJ 四段出口温度 0 212324 0 13224837 426 3 31520 55 tC 4 四段出口气体带出热量 4 212324 0 1322483713437161QkJ 转化器热量平衡见表 6 表 6 转化器热量衡算结果 气体进口气体出口 段数 温度 热量 KJ 反应热量 KJ温度 热量 KJ 一段360486480332839192854577039960 二段48066210200306694050069277141 三段45061825699153292746063358626 四段42057501591923184 842658424776 23418552433914979268100502 5 第四章 安全备忘录 4 1 概述 本设计中的主要危害物为原料气中二氧化硫 以及产物硫酸 二氧化硫是大气中主 要污染物之一 是衡量大气是否遭到污染的重要标志 在我国的一些城镇 大气中二氧 化硫的危害较为普遍而又严重 而硫酸对皮肤 粘膜等组织有强烈的刺激和腐蚀作用 会对人体产生严重危害 所以对这些物质必须进行有效的防范 4 2 二氧化硫和硫酸的危害 二氧化硫进入呼吸道后 因其易溶于水 故大部分被阻滞在上呼吸道 在湿润的粘 膜上生成具有腐蚀性的亚硫酸 硫酸和硫酸盐 使刺激作用增强 上呼吸道的平滑肌因 有末梢神经感受器 遇刺激就会产生窄缩反应 使气管和支气管的管腔缩小 气道阻力 增加 上呼吸道对二氧化硫的这种阻留作用 在一定程度上可减轻二氧化硫对肺部的刺 激 但进入血液的二氧化硫仍可通过血液循环抵达肺部产生刺激作用 二氧化硫可被吸 收进入血液 对全身产生毒副作用 它能破坏酶的活力 从而明显地影响碳水化合物及 蛋白质的代谢 对肝脏有一定的损害 动物试验证明 二氧化硫慢性中毒后 机体的免 疫受到明显抑制 二氧化硫浓度为 10 15ppm 时 呼吸道纤毛运动和粘膜的分泌功能均 能受到抑制 浓度达 20ppm 时 引起咳嗽并刺激眼睛 若每天吸入浓度为 100ppm8 小时 支气管和肺部出现明显的刺激症状 使肺组织受损 浓度达 400ppm 时可使人产生呼吸困 难 二氧化硫与飘尘一起被吸入 飘尘气溶胶微粒可把二氧化硫带到肺部使毒性增加 3 4 倍 若飘尘表面吸附金属微粒 在其催化作用下 使二氧化硫氧化为硫酸雾 其刺 激作用比二氧化硫增强约 1 倍 长期生活在大气污染的环境中 由于二氧化硫和飘尘的 联合作用 可促使肺泡纤维增生 如果增生范围波及广泛 形成纤维性病变 发展下去 可使纤维断裂形成肺气肿 二氧化硫可以加强致癌物的致癌作用 据动物试验 在二氧 化硫作用下 动物肺癌的发病率高于单个因子的发病率 在短期内即可诱发肺部扁平细 胞癌 硫酸蒸气或雾可引起结膜炎 结膜水肿 角膜混浊 以致失明 引起呼吸道刺激 重者发生呼吸困难和肺水肿 高浓度引起喉痉挛或声门水肿而窒息死亡 口服后引起消 化道烧伤以致溃疡形成 严重者可能有胃穿孔 腹膜炎 肾损害 休克等 皮肤灼伤轻 者出现红斑 重者形成溃疡 愈后癍痕收缩影响功能 溅入眼内可造成灼伤 甚至角膜 穿孔 全眼炎以至失明 慢性影响 牙齿酸蚀症 慢性支气管炎 肺气肿和肺硬化 环 境危害 对环境有危害 对水体和土壤可造成污染 燃爆危险 本品助燃 具强腐蚀性 强刺激性 可致人体灼伤 4 3 二氧化硫和硫酸运输 使用等应注意的事项以及如何防护 生产 运输和使用二氧化硫时应严格按照刺激性气体有害作业要求操作和作好个人 防护 可将数层纱布用饱和碳酸氢钠溶液及 1 甘油湿润后夹在纱布口罩中 工作前后用 2 碳酸氢钠溶液漱口 生产和使用场所空气中二氧化硫浓度不应超过 15mg m3 的最高容 许浓度 有明显呼吸系统及心血管系统疾病者 禁止从事与二氧化硫有关的作业 若有 人中毒 应立即将患者移离有毒场所 呼吸新鲜空气或氧气 雾化吸入 2 5 碳酸氢钠 氨茶碱 地塞米松 抗生素 用生理盐水或清水彻底冲洗眼结膜囊及被液体二氧化硫污染 的皮肤 对吸入高浓度二氧化硫有明显刺激症状 但无体征者 应密切观察不少于 48h 并对症治疗 积极防治肺水肿 可早期 足量 短期应用糖皮质激素 需要时可 用二甲基硅油消泡剂 硫酸操作处置 密闭操作 注意通风 操作尽可能机械化 自动化 操作人员必须 经过专门培训 严格遵守操作规程 建议操作人员佩戴自吸过滤式防毒面具 全面罩 穿橡胶耐酸碱服 戴橡胶耐酸碱手套 远离火种 热源 工作场所严禁吸烟 远离易燃 可燃物 防止蒸气泄漏到工作场所空气中 避免与还原剂 碱类 碱金属接触 搬运时 要轻装轻卸 防止包装及容器损坏 配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设 备 倒空的容器可能残留有害物 稀释或制备溶液时 应把酸加入水中 避免沸腾和飞 溅 硫酸运输注意事项 本品铁路运输时限使用钢制企业自备罐车装运 装运前需报有 关部门批准 铁路非罐装运输时应严格按照铁道部 危险货物运输规则 中的危险货物 配装表进行配装 起运时包装要完整 装载应稳妥 运输过程中要确保容器不泄漏 不 倒塌 不坠落 不损坏 严禁与易燃物或可燃物 还原剂 碱类 碱金属 食用化学品 等混装混运 运输时运输车辆应配备泄漏应急处理设备 运输途中应防曝晒 雨淋 防 高温 公路运输时要按规定路线行驶 勿在居民区和人口稠密区停留 第五章 环境保护与治理建议 5 1 三废主要来源 5 1 1 废气 一转一吸工艺